UNIVERSITATEA DE PETROL SI GAZE PLOIESTI

FACULTATEA TEHNOLOGIA PETROLULUI ŞI PETROCHIMIECATEDRA: INGINERIA PRELUCRĂRII PETROLULUI ŞI

PETROCHIMIE

SPECIALIZAREA: INGINERIA PROTECŢIEI MEDIULUI

PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A UNEI INSTALAŢII DE HIDROFINARE A UNUI

AMESTEC DE BENZINE DE DA ŞI CC

Coordonator, Student, Şef lucrari dr. ing. Raluca Elena DRAGOMIR

1

DATE DE PROIECTARE

%benz

DA+CC

Sppm

Nppm

Cifra brom

g/100g

DO%gr

O%gr

Ar%gr

P+N=

100-x

Dit/an

H2/mpNm3/m3

tooC

i e i e i e x75.9

550000 260 36560+4

0135

01,4

36

1,6

27

1,6 2,3 10,5

11..3

1. Densitatea materiei prime, kg/m3=7362. Compozitia gazelor cu hydrogen in alimentarea reactorului,

%mol:H2=84; C1=10; C2=3; C3=2; iC4+nC4=1

3. Presiunea , bar = 454. Temperatura in vasul separator , oC: Tvs = 405. Diferenta de temperature maxima admisibila: ΔT = 206. Caldura de reactie pentru sulf, kcal/ Nm3 hidrogen consumat : Δ

Hs’= 576

7. Caldura de reactie pentru hidrocarburi, kcal/ Nm3 hidrogen consumat : Δ Hs

’= 13278. Consumul de hidrogen pentru reactiile sulfului , Nm3 hidrogen

consumat/kg S : CCHs= 0.829. Consumul de hydrogen pentru reactiile hidrocarburilor

DO = 0,41 Nm3 hidrogen consumat/kg DO transformata

CCHH

O = 0,205 Nm3 hidrogen consumat/kg O transformata

10. Curba PRF a materiei prime

%vol T, oC

2

0 30 d420 M

5 50 0.6664 9010 63 0.680020 82 0.698830 95 0.716040 106 0.7300 10850 117 0741260 128 0.749570 140 0.7578 12380 151 0.767090 162 0.775895 171 0.7828

100 180 0.7875 148

DATE CINETICE:

- pentru reactia de desulfurare

- pentru reactia de deazotare

- pentru reactia de dehidrogenare

ASPECTE TEORETICE PRIVIND PROCESUL DE HIDROFINARE .

Prin hidrofinare si hidrotratare se inteleg procesele de tratare cu hidrogen a fractiunilor petroliere pe catalizatori monofunctionali- sulfuri sau oxizi metalici. Locul principal, in prezent ceva sub 60% din capacitatea totala de hidrofinare, il ocupa pregatirea benzinelor pentru reformarea catalitica, operatie necesara pentru a evita otravirea cu sulf a catalizatorului de platina. Acest proces care reprezinta prima utilizare industriala a hidrofinarii si a carui folosire este de cele mai multe ori obligatorie pentru a putea realiza

3

reformarea catalitica pe acesti catalizatori, cunoaste in ultimii 10 ani o dezvoltare ponderata al carui ritm este determinat de extinderea procesului de reformare catalitica. Cu toata dezvoltarea cantitativa, ponderea lui procentuala in ansamblul procesului de hidrofinare a scazut in aceasta perioada, datorita extinderii mult mai accentuate a hidrofinarii si a hidrotratarii fractionari mai grele de titei.

SCOPUL PROCESULUI

Hidrofinarea (hidro-rafinare) urmareste eliminarea heteroatomilor prin reactii de hidrogenoliza, in timp ce in hidrotratare, folosind un regim mai sever, sunt concomitent hidrogenate partial hidrocarburile aromatice policiclice.

Hidrofinarea a aparut din necesitatea desulfurarii distilatelor atmosferice pentru a respecta normele impuse produselor finale sau, in cazul benzinelor, pentru a le face apte pentru alimentarea reformarii catalitice ce folosea catalizatori continand platina. Ulterior s-a acordat atentie si eliminarii azotului, care diminua stabilitatea la oxidarea a produselor. Hidrogenoliza compusilor cu sulf si azot conducea inerent la eliminarea oxigenului mai reactive si hidrogenarea hidrocarburilor nesaturate eventual continute in fractiunea supusa procesului. Termenele de desulfurare si denitrificare curent utilizate marcheaza natura heteroatomului a carui indepartare este prioritara. In toate cazurile insa toti heteroatomii sunt afectati ; natura catalizatorului si regimul tehnologic pot afecta numai proportiile in care ei sunt indepartati. Cresterea exigentelor calitative privind continutul de sulf si de azot in distilatele grele si cele de vid a condus la situatia in care hidrogenoliza legaturilor C-S si C-N accesibile, asigurata de hidrofinarea clasica din anii nichelului si a vanadiului continuti in structuri chimice mai complexe, in special pentru a putea supune distilatele grele de vid cracarii catalitice. Aceste cerinte noi au impus modificari ale sistemului catalitic si ale regimului tehnologic al hidrofinarii, pentru a se asigura hidrogenoliza prealabila a unor legaturi C-C astfel incat heteroatomii de S, N, V, si Ni continuti in fractiune sa devina accesibili si sa poata fi eliminati. Probleme si mai dificile au aparut odata cu inasprirea normelor privind continutul de sulf, azot si metale in combustibilii reziduali. Dificultatile erau determinate de faza mixta vapori/lichid in care au loc aceste procese, hidrogenul fiind nevoit sa difuzeze prin pelicula lichida pentru a atinge centrele active ale catalizatorului. Asa cum s-a aratat, hidrotatarea constituie o alta categorie de procese, in care, in afara reactiilor de hidrogenoliza, are loc hidrogenarea aromaticelor bi-si policiclice in hidrocarburi hidroaromatice. In cazul motorinelor rezulta in urma procesului o crestere semnificativa a cifrei cetanice, motorinelor puternic aromatice cum sunt cele rezultate din cracarea catalitica devenind apte pentru a fi folosite drept combustibil diesel. In cazul uleurilor, hidrotatarea conduce la cresterea indicelui de viscozitate, in conditii ce sunt de multe ori de preferat solventarii selective. Realizarea hidrogenarii partiale a hidrocarburilor aromatice policiclice impune hidrotratarii un regim tehnologic mai sever decat cel al hidrofinarii si folosirea unor catalizatori specifici.

4

Cu toate ca, asa cum rezulta din cele expuse, hidrofinarea distilatului a reziduurilor si hidrotratarea prezinta deosebiri importante, multitudinea aspectelor comune permite tratarea in comun a bazelor teoretice.

REACTII SPECIFICE

In functie de natura materiei prime, a catalizatorului si a conditiilor de reactie, in procesele de hidrotratare poate avea loc o varietate de reactii, dintre care le prezentam pe cele specifice:

Reactii de hidrogenare

• Diolefine

R-CH=CH-CH=CH2 + H2 → R-CH=CH-CH2-CH3

• Olefine

R-CH=CH-CH2-CH3 + H2 → R-CH2-CH2-CH2-CH3

Hidrocarburi aromatice

R1

R2

+ H2

R1

R2+ H2

R2

R1

Reactii de hidrodeciclizare

Reactii de hidroizomerizare

C10-CH-C10 → C10-CH-C10

C5 C2 C2

5

Reactii de hidrogenoliza

• Reactii de hidrodesulfurare cu ruperea legaturii C-S cu formare

de hidrogen sulfurat:

• Tioli (mercaptani)

R-SH + H2 → RH + H2S

• Sulfuri alchilice

R-CH2-S-CH2-R’ + 2H2 → R-CH3 + R’-CH3 + H2S

• Disulfuri

R-CH2-S-S-CH2-R’ + 3H2 → R-CH3 +R’-CH3 + 2H2S

• Sulfuri ciclice

H2C-CH2

+ H2 → C4H9 –SH + H2 → C4H10 + H2S

H2C CH2

S

• Tiofeni

• Benztiofeni si alchil benztiofeni:

• Dibenztiofeni:

6

Reactii de denitrificare

• Piridine:

• Chinoline

• Indoli:

Reactiile compusilor cu oxigen cu ruperea legaturii C-O, cu generare de apa:

• Fenoli

• Acizi naftenici

7

FACTORII CARE INFLUIENTEAZA PROCESUL DE HIDROFINARE

Variabilele care influenteaza procesul, cu exceptia materiei prime si catalizatorului, sunt: temperatura, presiunea, raportul hidrogen/materie prima si viteza de volum.

Influenta temperaturii. La temperaturi moderate si in prezenta unei cantitati stoechiometrice sau in exces de hidrogen este termodinamic posibila hidrogenarea hidrocarburilor nesaturate si hidrogenoliza compusilor cu oxigen, sulf, azot si organometalici.

In cazul hidrogenarii hidrocarburilor aromatice, cresterea temperaturii poate limita din punctul de vedere termodinamic aceasta reactie reversibila.

Cresterea temperaturii duce la marirea vitezei reactiilor de hidrogenoliza si de hidrogenare. Cresterea vitezei diferitelor reactii in procesul de hidrotratare nu este aceeasi datorita energiilor de activare diferite ale diverselor reactii ce au loc. Astfel la 400 C cresterea temperaturii cu 22 C are ca efect o dublare a vitezei reactiilor de hidrodesulfurare, in timp ce pentru dublarea vitezei reactiilor de denitrificare este necesara o crestere a temperaturi cu 32 C. In cazul hidrogenarii hidrocarburilor aromatice, cresterea temperaturii poate sa duca la scaderea conversiei totale datorita cresterii vitezei inverse de dehidrogenare.

Odata cu cresterea temperaturii are loc si o accentuata a reactiilor de hidrocracare care poate duce la micsorarea randamentului produsului principal si sunt insotite de depuneri de cocs pe catalizator.

Trebuie mentionat ca temperatura afecteaza nu numai viteza reactiilor catalitice de suprafata, ci si viteza de difuzie, ceea ce are importanta in special in cazul proceselor in faza mixta, vapori-lichid.

Industrial, procesulse realizeaza la temperaturi de ordinul 250-400 C, temperatura de lucru fiind determinata de natura materiei prime si de scopul urmarit.

Temperaturi la nivelul de 250 C se folosesc pentru hidrogenarea selectiva a dienelor din benzinele de piroliza; procesele de rafinare a fractiilor de benzine, petroluri, motorine se desfasoara la temperaturi de ordinul 350-

8

380 C; la temperaturi apropiate de 400 C se lucreaza pentru hidrotratarea fractiilor petroliere grele.

Influenta presiunii. Presiunea influenteaza echilibrul chimic si viteza reactiilor, viteza de difuzie a reactantilor prin porii catalizatorului si raportul vapori/lichid la hidrotratarea fractiunilor grele.

Ea influenteaza, de asemenea timpul de contact cu catalizatorul, precum si reactiile secundare care duc la depuneri de cocs pe catalizator, afectand in felul acesta activitatea, respectiv durata lui de functionare. Marirea presiunii, cu mentinerea constanta a celorlalte variabile, determina modificarea conversiei , datorita cresterii presiunii partiale a hidrogenului si a cresterii proportiei de lichid in cazul sistemelor cu alimentarea in faza mixta. In timp ce primul efect duce la marirea conversiei, cel de al doilea tinde sa o micsorez, din cauza vitezei mai mici a reactiilor in faza lichida, deoarece difuzia reactantilor pana la suprafata activa este mai lenta. Marirea presiunii partiale a hidrogenului determina indepartarea mai completa a compusilor cu oxigen, sulf, azot, si organo-metalici, o saturare a olefinelor si a aromaticelor si o hidrogenare a componentilor care genereaza depuneri de cocs, cum ar fi rasinile si asfaltenele. In alegerea presiunii trebuie sa se tina seama de faptul ca influenta presiunii este mai importanta in intervalul 40-100 bar, ca pentru presiuni mai mari de lucru cresc foarte mult investitiile si cheltuielile de exploatare si ca hidrogenul disponibil de la instalatiile de reformare catalitica are presiuni de 10-30 bar.

Practic, presiunile folosite in procesul de hidrotratare variaza in limite largi, ceea ce se explica prin diversitatea constituentilor ce urmeaza a fi hidrogenati, prin vitezele lor diferite de reactie, si prin gradul de hidrogenare diferit urmarit.

Influenta raportului hidrogen/materie prima. Raportul hidrogen/materie prima influenteaza presiunea partiala a hidrogenului, echilibrul vapori-lichid in cazul fractiilor grele si timpul de sedere in zona de reactie, prin efectul aupra volumului mediu de reactanti.

In general, cresterea raportului hidrogen/hidrocarburi duce la o indepartare mai completa a compusilor cu sulf, azot, oxigen, la saturarea olefinelor si aromaticelor si, in acelasi timp, la o incetinire a procesului de depunere a cocsului pe catalizator.

La fractiunile grele hidrotratate in faza mixta, rezultatul global al cresterii acestui raport poate fi o marire sau o scadere a conversiei in functie de conditiile specifice ale procesului. Cresterea ratiei de hidrogen determina o marire a fractiei vaporizate si o crestere a presiunii partiale a hidrogenului, ambele ducand la cresterea vitezei globale de reactie, determinata intre altele si de cresterea vitezei de difuzie a hidrogenului prin pelicula de lichid. Dupa vaporizarea completa a fractiunii, cresterea in continuare a ratiei hidrogen/materie prima are ca efect o micsorare a presiunii partiale a componentilor fractiunii, respectiv a gradului de adsorbtie a acestora pe centrii activi ai catalizatorului, putand duce la o scadere a conversiei, care sa fie mai importanta decat cresterea datorita maririi presiunii partiale a hidrogenului. Apare ca, in conditiile mentinerii constante a celorlalti parametri, la hidrotratarea fractiunilor grele, cresterea raportului hidrogen/materie prima determina o crestere a conversie care poate trece insa printr-un maxim ce va corespunde, aproximativ, vaporizarii sale complete.

9

La determinarea marimii ratiei de circulatie a hidrogenului intervine si puritatea lui. Continutul de hidrogen in gazele provenite din procesul de reformare catalitica este de ordinul 60-90% volum. Un continut de hidrogen redus trebuie compensat prin raport hidrogen/materie prima mai mare, cu consecinte tehnologicesi economice defavorabile. Se recomanda utilizarea gazelor cu un continut de hidrogen mai mare de 70% si continut de H S in gazele de recirculare situat sub nivelul de 4-5%, ceea ce poate impune purificarea gazelor de recirculare.

Consumul de hidrogenvariaza in limite largi in functie de materia prima si de gradul de rafinare dorit.

In practica industriala se lucreaza la rapoarte hidrogen/materie prima de ordinul 3-10 mol/mol respectiv 20-100 Nm /m .

Influenta vitezei de volum. Viteza de volum, exprimata ca raport intre debitul volumetric de materie prima si volumul de catalizator este un criteriu de apreciere a influentei vitezei de alimentare cu materia prima asupra timpului de reactie.

De mentionat ca, in conditiile existentei in zona de reactie a unui volum mare de hidrogen, materia prima nu este singurul factor care determina timpul de contact intre reactanti si catalizator. Industrial se lucreaza la viteze de volum de ordinul 0,5-5 h .

CATALIZATORII In procesele de hidrofinare si de hidrocracare se folosesc, catalizatori

monofunctionali sulfuri sau oxizi metalici. O exceptie o poate constitui treapta a 2-a a proceselor de hidrotratare, care poate folosi metale, uneori chiar metale nobile depuse pe Al O .

Catalizatorul utilizat difera dupa natura procesului: hidrofinare sau hidrotratare, dupa natura materiei prime reziduale sau distilate si dupa elementul sau elementele a caror indepartare este urmarita cu predilectie (sulf sau azot la hidrofinarea disilatelor, sulf sau nichel-vanadiu in cazul reziduurilor)

Cand, in cazul hidrofinarii obiectivul principal este desulfurarea, se folosesc de cele mai multe ori catalizatori de cobalt-molibden depus pe -alumina. Metalele se depun pe suport sub forma de oxid, folosind in acest scop saruri solubile de cobalt si de molibden. In cursul procesului oxizii se transforma in sulfuri sau oxi-sulfuri (cu rapoarte uneori nestoichiometrice intre oxigen si sulf), legaturile molibden-sulf fiind cele catalitic active. Pentru a grabi acest proces si a scurta timpul necesar pantru a se ajunge dupa regenerare, la o activitate performanta a catalizatorului, s-au propus si sunt utilizate metode de sulfurare a catalizatorului

Raportul atomic intre cobalt si molibden este in jur de 0.3, cobaltul avand de fapt rolul de promotor, iar cantitatea totala de metale depuse pe suport variaza intre limitele 8-13%.

Un efect favorabil il are un al doilea element de promotare, in general nichel sau fier. Se ajunge astfel la catalizatori dublu-promotati: Co: Ni: Mo sau Co: Fe: Mo, avand rapoartele atomice de aproximativ 0,3: 0,2: 1,0.

Suprafetele specifice ale catalizatorilor de hidrofinare se situeaza in general intre limitele 200-300 m /g, iar densitatea de volum intre 480-800 Kg/m .

In cazul cand obiectivul principal al hirofinarii este denitrificarea, ceea ce are loc mai ales cand se urmareste o stabilitate la oxidare mai buna a

10

produsului (de exemplu uleiuri lubrifiante), se utilizeaza catalizatori de nichel-molibden, activitatea celor de Co-Mo nefiind suficienta.

Continutul de metale in cazul acestor catalizatori este de 10-14% Mo si 2-4% Ni.

Catalizatorii de Ni-Mo au in plus o activitate hidrogenata suficienta pentru a asigura saturarea alchenelor continute in produsele rezultate din procesele de cracare termica, alegerea acestor catalizatori poate fi deci determinata si de includerea in alimentare a produselor de cracare.

In procesul de hidrotratare, hidrogenarea partiala a hidrocarburilor aromatice necesita o activitate hidrogenanta mai puternica a catalizatorului, cea a catalizatorului de Ni-Mo putandu-se dovedi insuficienta. In asemenea cazuri se recurge la catalizatori de NiW.

Spre deosebire de catalizatorii de Ni-Mo, cei de Ni-W sunt sensibili la sulf, activitatea lor hidrogenanta diminuand sensibil la depasirea unor anumite limite, de altfel destul de reduse, privind continutul de sulf.

Aceasta situatie poate fi ilustrata prin activitatea catalitica relativa a celor doi catalizatori la hidrotatarea unor materii prime cu un continut de sulf sensibil diferit (activitatea din tabel reprezinta constanta relativa de viteza, considerand reactia de hidrogenare de ordinul I)

Sulf in alimentare, % greut.

1.7 0.14

Catalizator NiMo 100 100Catalizator NiW 90 225

Din aceste date rezulta ca la un continut redus de sulf de 0.14% catalizatorul de NiWeste de peste doua ori mai activ in reactii de hidrotratare a hidrocarburilor aromatice, devenind mai putin activ decat NiMo la un continut de sulf in materia prima mai ridicat (1.7%). Pentru aceste motive la hidrotratarea motorinelor se recurge de multe ori la sisteme cucu doua trepte de reactie , prima asigurand desulfurarea pe un catalizator NiMo sau CoMo , iar a doua o hidrogenare partiala a hidrocarburilor aromatice pe un catalizator NiW sau Pt/alumina, cu eliminarea lui H S intre trepte. Catalizatorii de NiMo si CoMo elimina de asemenea oxigenul, ceea ce conduce la o ameliorare sensibila a culorii produselor. Hidrofinarea si mai ales hidrotratarea materiilor prime reziduale ridica probleme majore privind difuzia componentilor continuti si mai ales a asfaltenelor spre partea centrala a particulelor de catalizator. Pentru asemenea materii prime sunt utilizati de preferinta catalizatori de Co/Mo siNi/Mo pe suport de alumina poroasa avand o suprafata specifica de 200-300m /g.Ambele tipuri de catalizatori promoveaza atat desulfurarea cat si demetalizarea, raportul intre cele doua actiunii fiind functie de dimensiunea porilor, porii mari favorizand indepartarea vanadiului si a nichelului, iar porii mici desulfurarea. Pentru a usura difuzia componentilor de masa moleculara mare cum sunt cei ce contin metale, se recurge (cazul catalizatorului IFP-HDM), la realizarea acestora sub o forma aciculara, similara cojilor de castane sau de arici. O asemenea forma asigura o mai buna utilizare a suprafetei interne pentru demetalizare, eliminandu-se in mare masura distibutiile inegale pe adancime, specifice granulelor sferice de catalizator.

11

DETERMINAREA CURBELOR CARACTERISTICE MATERIILOR PRIME

Curba PRF Curba VE (metoda Edmister – Okamoto) Curba % medii densitate Curba % medii M

Pentru trasarea curbei PRF se traseaza pe abscisa % volum distilat si pe ordonata temperatura de fierbere. Pentru trasarea cuebei VE se traseaza pe abscisa % volum distilat si pe ordonata temperatura de fierbere.

TRASAREA CURBEI VE SI PRF PRIN METODA EDMISTER – OKAMOTO

%vol T, oC0 30 d4

20 M5 50 0.6664 90

10 63 0.680020 82 0.698830 95 0.716040 106 0.7300 10850 117 0741260 128 0.749570 140 0.7578 12380 151 0.767090 162 0.775895 171 0.7828

100 180 0.7875 148

%volum Δt PRF Δt VE t VE

0 33 6 9310 32 9 9930 22 5 10850 23 6 11370 22 7 11990 18 4 126100 130

t50% PRF = 1170C

12

Se determina diferenta de temperature la 50% distilat intre curba VE si curbade referinta ( grafic - Tehnologia distilarii petrolului – Indrumator proiecte de an, V. Tescan)

Δt50%(VE-PRF) = t50%VE - t50%PRF t50%VE= t50%PRF + Δt50%(VE-PRF)

Din grafic se citeste Δt50%(VE-PRF)= - 40Ct50%VE= 117 - 4=1130C

TRASAREA CURBEI PRF

TRASAREA CURBEI VE

13

TRASAREA CURBEI DE PROCENTE MEDII DENSITATE

TRASAREA CURBEI IN % MEDII MASA MOLARA

14

DIMENSIONAREA TEHNOLOGICA A REACTORULUI DE HIDROFINARE

Elaborarea modelului matematic Reactorul folosit in instalatia de hidrofinare este un RCT cu strat fix de

catalizator. Reactiile chimice care au loc sunt reactii de desulfurare, deazotare si de hidrogenare. Pentru fiecare din aceste reactii se scriu ecuatii de bilant material si bilant termic.

I=E+C+A

I= fluxul de masa,energie sau impuls intrat in sistemul de reactieE=fluxul de masa, energie sau impuls iesit din reactieC=masa de energie consumata ca efect al reactiei chimiceA=acumularile de masa sau in timp sau temperatura in timp

In RCT compozitia temperatura si presiunea variaza spatial de unde rezulta RCT este un sistem nestationar.

Din acest motiv exprimarea legilor de conservare se face pe un element infinitesimal de volum.

dVTi+dTi

Gi+dGi

T0, G0, C0 Ti, Gi, Ci Ci+dCi Tf, Gf, Cf

15

Ci= concentratia componentului i (kg component/kg materie prima) ;Gi= debitul masic de component i masurat la intrarea in componentul infinitezimal ;Gi+dCi= debitul masic de component masurat la iesirea din elementul infinitezimal ;

BILANT MATERIAL

I=E+C+AI= Gi

=>E= Gi+dCi

C=(-ri)dvA=o

BILANT TERMIC

I = E+C+AG · Cp · T = G · Cp (T+dT) +Σ ΔHj · (-rj ) ·dV Ecuatia BT pentru RCT

dT=

(ΔH 's) · (-rs ) + (-ΔH '

H) · (-rH )dV G · Cp

DETERMINAREA PARAMETRILOR MM

DETERMINAREA DEBITELOR DE BENZINA SI GAZE

G = Gb+Gg

Gb =debitul masic de benzinaG = debit masic total(Kg/h)Gg = debitul masic de gaze

Qb – debit volumic de benzina

dxi =(-ri)

dV Ci·Gb

16

a = raportul H2/ materie prima = 260 Nm3/m3

QH2=Qb*a = 93.41 m3/h *260 Nm3/m3=24286.6 m3/h

Qg – debit volumic de gaz

DEBITUL MOLAR DE GAZE

;

DEBITUL MASIC DE GAZE

17

DEBITUL VOLUMETRIC DE GAZE

18

Fractii greutate =

Comp. %mol M, kmol/h

Fg

kmol/hGgi

kg/h

Qgi

Nm3/h%Gr.

Fractiigr.

H2 84 2 1084.22

2168.44

24286.59

29.79 0,298

C1 10 16 129.07 2065.12

2891.26 28.37 0,284

C2 3 30 38.72 1161.16

867.37 15.95 0,16

C3 2 44 25.81 1135.64

578.25 15.60 0,156

iC4+nC4

1 58 12.5 748.2 289.12 10.3 0,102

TOTAL 100 1290.74

7278.56

28912.61

100 1

BILANT TERMIC

I = E+C+AG * Cp * T = G * Cp (T+dT) +Σ ΔHj * (-rj ) *dV-G * Cp ·*dT = Σ ΔHj * (-rj ) *Dv

Ecuatia BT pentru RCT

Ecuatia BM pentru RCT MM al RCT

ΔH 'S =576 kcal/Nm3

ΔH 'H =1327 kcal/Nm3

CCHS = 0,82 Nm3/kg

19

DO = 0,41 Nm3 hidrogen consumat / kg DO transformataCCHH O = 0,205 Nm3 hidrogen consumat / kg O transformata

% DO=2,3 (%gr) → diolefine

% O =10.5 (%gr) → olefine

Efectul termic al reactiei de deazotare este foarte mic in comparative cu cel al reactiilor de desulfurare si de dehidrogenare, de aceea se neglijeaza.

este caldura reactiei de desulfurare, kcal degajate/kg sulf

consumat

este caldura reactiei de hidrogenare, kcal degajate/kg

hidrocarburi nesaturate consummate.Stim ca:

Particularizam pentru cele trei tipuri de reactii:

I

II

III

Fixam conditiile initiale :- din datele de proiectare

= 1350 ppm=1,.35*10-3 kg sulf / kgbenzina

- dindatele de proiectare

=36 ppm = 0,36*10-4 kg azot / kg benzina

- din datele de proiectare

= kg hidrocarburi nesaturate / kg benzina

- dindatele de proiectare

= kcal / kg sulf transformat

=

20

= =1327*0,241 = 319.807cal / kg HN transformat

- din datele de proiectare

- pentru benzina se citeste din grafice (“Chimia petrolului si proprietatile fizico- chimice”Radu C. Tunescu ) in functie de temperature medie (Tmedie) si factorul de caracterizare K (consideram K=12);

Cp benzina =0,683kcal/kg*0CCp pentru gaze se citesc din grafice (“Chimia petrolului si proprietatile fizico- chimice”Radu C. Tunescu ) in functie de temperature medie(Tmedie).

Cp kcal /kg*0C

H2 C1 C2 C3 iC4+nC4

3,49 0,812 0,778 0,745 0,737 Calculul fractiei masice:

Cp se va calcula din compozitia la intrare a gazelor:Cp = Cp benzina *fractia masica benzina+C p gaze * fractia masica gaze

Fractia masica pentru benzina se calculeaza astfel:

21

SOLUTIONAREA MODELULUI MATEMATIC (determinarea profilurilor de concentratie si temperatura pe reactor)

Pentru DESULFURARE avem un sistem de 2 ecuatii:

Inlocuind dV din prima ecuatie in cea de-a doua vom obtine:

Integrand ecuatia de la T0 la T si de la cS0 la cS:

Si prin integrare obtinem:

Rearanjand termenii se obtine:

;

Prin definitie viteza de reactie este in functie de concentratie:

22

Din prin integrare :

Se calculeaza caldura de reactie totala dezvoltata in process:

Fr. Molara HN=

=

TREAPTA I kg sulf / kg benzina

T0=3650C

se presupune:

23

se presupune:

se presupune:

← injectie H2

proaspat

TREAPTA II kg sulf / kg benzina

T0=3650C

se presupune

se presupune

se presupune

← injectie H2

proaspat

TREAPTA III kg sulf / kg benzina

T0=3650C

se presupune

se presupune

se presupune

24

se presupune

←

injectie H2 proaspat

TREAPTA IV kg sulf / kg benzina

T0=3650C

se presupune

se presupune

se presupune

se presupune

REACTIA DE DESULFURARENumar trepte

T,0C T,K

25

TREAPTA I

1350 365 638 1.5379 20.761 0.048161250 368,42 641.42 1.6040 20.05 0.049871150 371,84 644.84 1.6722 19.230 0.052001050 375.26 648.26 1.7425 18.296 0.05465

TREAPTA II

1050 365 638 1.5379 16.147 0.06193950 368,42 641.42 1.6040 15.238 0.06562850 371,84 644.84 1.6722 14.213 0.07035750 375.26 648.26 1.7425 13.068 0.07652

TREAPTA III

750 365 638 1.5379 11.534 0.08670650 368,42 641.42 1.6040 10.426 0.09591550 371,84 644.84 1.6722 9.197 0.10873450 375.26 648.26 1.7425 7.841 0.12753350 378,68 651.68 1.8149 6.352 0.15743

TREAPTA IV

350 365 638 1.5379 5.382 0.18580250 368,18 641.42 1.6040 4.01 0.24937150 371,36 644.84 1.6722 2.508 0.3987250 374,54 648.26 1.7425 0.871 1.148101,4 376.92 649.92 1.7774 0.024 41.6666

se reprezinta grafic Csoin functie de

26

REACTIA DE HIDROGENARE

27

TREAPTA I

se presupune

se presupune

se presupune

TREAPTA II

se presupune

se presupune

se presupune

TREAPTA III

28

se presupune

se presupune

se presupune

TREAPTA IV

se presupune

se presupune

se presupune

se presupune

Numar trepte

T,0C T,K

TREAPTA I 0,128 365 638 0.5919 757.632 0.0013190,1185 368,64 641.64 0.6379 755.911 0.001322

29

0,109 372,28 645.28 0.6904 752.536 0.0013280,0995 375,92 648.92 0.7447 740.976 0.001349

TREAPTA II

0,0995 365 638 0.5919 588.940 0.0016970,0900 368,64 641.64 0.6379 567.360 0.0017620,0805 372,28 645.28 0.6904 555.772 0.0017990,0710 375,92 648.92 0.7447 528.737 0.001891

TREAPTA III

0,0710 365 638 0.5919 420.249 0.0023790,0615 368,64 641.64 0.6379 392.308 0.0025490,0520 372,28 645.28 0.6904 359.008 0.0027850,0425 375,92 648.92 0.7447 316.498 0.003159

TREAPTA IV

0,0425 365 638 0.5919 251.557 0.0039750,0330 368,64 641.64 0.6379 210.507 0.0047500,0235 372,28 645.28 0.6904 162.224 0.0061640,0140 375,92 648.92 0.7447 104.258 0.0095910,0077 378.33 651.33 0.7826 60.260 0.016594

= 0.000526836 =5.26836 *10-4

Se reprezinta grafic CHN in functie de

30

ESTIMAREA SARCINILOR TERMICE

ALE APARATELOR DE SCHIMB DE CALDURA

31

Temperatura de iesire a efluentului din schimbatorul de caldura este de 180ºC.

Temperatura de iesire a efluentului din racitorul cu aer este de 180ºC.

Temperatura la iesire din reactor este temperatura corespunzatoare atingerii concentratiei la iesire, impusa din datele de proiectare, <385ºC.

Temperatura de intrare in reactor este de 365ºC. Se alege o temperatura medie pentru alimentare si o presiune

medie pentru efluent.- caderea de presiune totala pe compresor: Δpt=13at

- presiunea in vasul separator: pS=45atm - presiunea la pompa dealimentare cu benzina este data de relatia: p=45+13=58atm - se considera o cadere de presiune pe reactor Δpr= 1atm Δp=Δpt - Δpr= 13-1=12atm,care se repartizeaza astfel:

6 atm- caderea de presiune intre alimentarea pompei si

intrarea in reactor

6 atm- caderea de presiune intre iesirea din reactor si intrarea in

separator

- la intrarea în reactor: p = 58 – 6 = 52 atm

- palim =

Calculul se face pentru presiunea de 35 atm ( presiunea medie pe efluent) (58+12) / 2 =35 atm

Se traseaza curba : temperatura - %vapori la acea temperatură. Trasarea dreptei presiunii de vapori

a) = = = 1,24

b) tmv= = = 115,4ºC

c) f( tcr, pcr

= 0,736g/cm3 = 0,9952* +0,00806 = 0,952*0,736+0,00806

= 0,7405g/cm3

f( ),1515 mvtd tcr, pcr

(din grafic)

32

12atm:

• se determină temperaturile la diferite % vaporizat, şi la

presiunea medie pe alimentare (55atm) şi presiunea medie pe efluent

(35 atm) .

% distilat T

(ºC)

T

(K)

1/T∙103

0 93 366 2,73

10 99 372 2,69

30 108 381 2,62

50 113 386 2,59

70 119 392 2,55

90 126 399 2,51

Determinarea temperaturii focale

(Δt din grafic)

Determinarea presiunii focale

(Δp din grafic)

d) Se determina temperaturile la diferite % vaporizat si la presiunea medie pe alimentare

si presiunea medie pe efluent

%vol t ºC %

0 30 t0% = t10%VE - ΔtVE 0-10% = 93

10 63t10-t0 =

33Δt0-10% = 6 t10% = t30%VE - ΔtVE10-30% = 99

30 95 t30-t10 = 32 Δt30-10% = 9 t30% = t50%VE - ΔtVE30-50% = 108

50 117t50-t30 =

22Δt50-30%= 5 t50% =113

70 140t70-t50 =

23Δt70-50% = 6 t70% = t50%VE + ΔtVE50-70% = 119

90 162t90-t70 =

22Δt90-70%= 7 t90% = t70%VE + ΔtVE70-90% = 126

100 180t100-t90 =

18Δt100-90%= 4 t100% = t90%VE + ΔtVE90-100% = 130

t50%VE- t50% PRF = - 4 t50%VE= 117 - 4 = 113

33

CURBELE Q-T

1) Alimentare reactor

Qabs = Qb+Qg

Qg= Gg∙Cp(T-30)

Qg = 7278.56 * 0,7697*(50-30)=112046.15 kcal/h

Qb = Gb[eg∙ +(1-eg)∙( - )]

Qb = 68750*[0+(1-0)*(104,30 - 61,25)]= 2959687.5 kcal/h

Qabs = 2959687.5 + 112046.15 = 3071733.65 kcal/h

Calculul entalpiei gazelor ideale se face cu relaţii de forma:

în care:

este entalpia la temperatura T;

este entalpia de bază;

A;B,C,D,E sunt constante date în tabele.

Entalpia hidrocarburilor gazoase şi lichide se determină cu

ajutorul unor grafice; la amestecurile de compoziţie cunoscută,

entalpia se calculează ca o medie în greutate sau molară.

Entalpia produselor petroliere în stare lichidă sau în stare de vapori, se

determină cu grafice care ţin seama de compoziţia chimică a

produsului petrolier, prin includerea factorului de caracterizare,

conform graficului anexat.

=[(2,96 - 1,33* )*t+(0,003074 - 0,001154* )*t2]

=[(2,96 - 1,33*0,7405)*30 +(0,003074 - 0,001154*0,7405)*302] =

61,25

=[(2,96 - 1,33*0,7405)*50 +(0,003074 - 0,001154*0,7405)*502] =

104,30

2) Efluent reactor

Qced=Qg+Qb

Qg=Gg*Cp(T-30)*(T-100)

Qg=7278.56 * 0,725* (379,39 - 100) = 1474328.37 kcal/h

34

Qb=Gb{ - [eg* +(1 - eg)* - ]}

Qb= 7278.56 * (939,27 - 531,78)= 2965940.41 kcal/h

=[(532,17 - 210,61* ) + (1,8213 - 0,45638* ) * t + (0,0023447 *

0,001154 * )*t2]

=[(532,17 - 210,61*0,7405) + (1,8213 - 0,45638) * 379,39 +

(0,0023447 -0,00059037 * 0,7405) * 379,392] = 1168,86

=[(532,17 - 210,61 * 0,7405) + (1,8213 - 0,45638) * 100 +

(0,0023447 -0,00059037*0,7405) *1002] = 531,78

Qced = 1474328.37 + 2965940.41 = 4440268.78 kcal/h

eg – coeficientul de emisie a gazelor

eg = ev ·

ρbemzinz= 0,736g/cm3

ρvapori se citeste din curba % medii densitate la%vaporizat

Determinarea vaporilor se citeste din curba %medii-densitate la

% vaporizat care ne intereseaza.

% vaporizat

initial 0,736 0,7405

0 0 0

10 0,680 0,6848

30 0,7160 0,7216

50 0,7412 0,7457

70 0,7578 0,7622

90 0,7758 0,7801

Gb=68750 kg/h

Fg=1290.74 kmol/h

ev eg=ev· Gv=eg∙G

b

kg/h

Mv

kg/

kmol

Fv=Gv/

Mv

kmol/h

Yv=Fv/

(Fv+Fg)P=45 bar P=55bar

pv lg pv pv lg pv

35

0 0 0 90 0 0 0 - 0 -

0,

1

0,092

46352.5 92 69.048 0.05077 2,285

0.35

92,7929

0,446

1

0,

3

0,291

8

20061.2

5105 191.06 0.12893 5,801

0.76

47,0911

0,850

7

0,

5

0,503

5

34615.6

2115 301 0.18910 8,509

0.93

0

10,400

5

1,017

1

0,

7

0,720

7

49548.1

2126 393.24 0.23351

10,50

8

1.02

2

12,843

1

1,108

7

0,

9

0,

9487

65223.1

2142 459.317 0.26246

11,81

1

1.07

2

14,435

3

1,159

4

1,

01,0 68750 148 464.527 0.26465

11,91

0

1.07

6

14,555

7

1,163

0

Calculul inaltimii si diametrul reactorului

= 5 H = 5*D

VZR= *5*D

VZR =

VZR = D =

VZR = 36.22 m3; pentru reactia de hidroogenare

Avem nevoie de un reactoar cu VZR = 36.22 m3

D= = 2,097m;

= 5 H= 5 * 2,097 = 10,48 m

VZR = 163.95 m3; pentru reactia de desulfurare

36

Avem nevoie de patru reactoare cu VZR = 163.95 / 4=40.987 m3

D= = 2,18mm;

= 5 H= 5 * 2,18 = 10.92 m

SĂNATATEA ŞI SECURITATEA ÎN MUNCĂ, INTERVENŢIA RAPIDĂ, PREVENIREA ŞI MANAGEMENTUL SITUAŢIILOR DE URGENŢĂ ÎN INSTALAŢIILE DE HIDROFINAREA BENZINEI

Reglementari generale în domeniu

• Legea nr.319/2006 : Legea securităţii şi sănătăţii în muncă;

• HG 1425/2006 : Hotărâre pentru aprobarea Normelor

Metodologice de aplicare a prevederilor Legii securităţii şi sănătăţii în

muncă nr.319/2006;

• HG 971/2006 : Hotărâre privind cerinţele minime pentru

semnalizarea de securitate şi/sau de sănătate la locul de muncă;

• HG 300/2006 : Hotărâre privind cerinţele minime de securitate

şi sănătate pentru şantierele temporare sau mobile;

• HG 1048/2006 : Hotărâre privind cerinţele minime de

securitate şi sănătate pentru utilizarea de către lucrători a

echipamentelor individuale de protecţie la locul de muncă;

• HG 1091/2006 : Hotărâre privind cerinţele de securitate si

sanatate pentru locul de munca;

• SR OHSAS 18001 :2008 – Sisteme de management al sanatatii

si securitatii ocupationale. Cerinte ;

• HG 1058/2006 privind cerintele minime pentru imbunatatirea

securitatii si protectia sanatatii lucratorilor care pot fi expusi unui

potential risc datorat atmosferelor explozive;

• HG 92/2003 pentru aprobarea Normelor metodologice privind

clasificarea, etichetarea si ambalarea preparatelor chimice periculoase;

37

• Ordinul 163/2007 a MAI : Norme generale de apărare împotriva

incendiilor;

• Legea 307-2006 : Privind apărarea împotriva incendiilor – MO-

633-2006;

• P118-1999: Normativ de siguranta la foc a constructiilor;

1. Riscuri si pericole posibile

Pericolele care apar in instalatiile de hidrofinare sunt

urmatoarele :

• pericol de explozie din cauza H2 care se manipuleaza la

temperaturi ridicate,

• pericol de explozie si vicierea atmosferei din cauza gazelor si a

benzinei,

• pericol de toxicitate din cauza H2S,

• pericol de intoxicare din cauza gazului inert in spatii inchise.

2. Masuri specifice

Se atrage atenţia asupra respectării cu stricteţe a următoarelor

masuri privind sanatatea si securitatea in munca :

• reactoarele de hidrofinare nu pot fi deschise decat dupa

evacuarea H2S din sistem. Deschiderea reactoarelor se va face cu

atentie, evitandu-se inhalarea de gaze, iar in apropiere se va gasi un

furtun cu abur, deoarece exista pericolul aprinderii sulfurilor piroforice.

• regenerarea catalizatorului va fi precedata de stparea acestuia

cu abur supraincalzit la 400ºC, aerul introdus pentru regenerare va

contine maxim 0,3℅O2.

Aparatele tehnologice care lucreaza la temperaturi inalte si care

sunt supuse coroziunilor si coroziunile vor fi protejate cu captuseli

interioare, metalice sau nemetalice.

38

- SURSE DE POLUANŢI ŞI PROTECŢIA FACTORILOR DE MEDIU

3. Reglementări generale în domeniu

• OUG nr.195/2005 privind protecţia mediului, aprobată cu

completări şi modificări prin Legea nr. 265/2006;

• OUG nr.152/2005 privind prevenirea şi controlul integrat al

poluării, aprobată cu completări şi modificări prin Legea nr. 84/2006;

• Ordinul nr. 860/2002 pentru aprobarea procedurii de evaluare

a impactului asupra mediului şi de emitere a acordului de mediu, cu

modificările şi completările ulterioare;

• HG nr.188/2002 pentru aprobarea unor norme privind condiţiile

de descărcare în mediul acvatic a apelor uzate NTPA - 001, condiţiile

de evacuare a apelor uzate în reţelele de canalizare ale localităţilor şi

direct în staţiile de epurare NTPA - 002(completată şi modificată prin

HG nr. 352/2005) şi HG 783/2006;

• Legea nr. 458/2002 privind calitatea apei potabile, modificată

şi completată prin Legea nr. 311/2004;

• Legea nr.310/2004 pentru modificarea şi completarea Legii

apelor nr. 107/1996;

• STAS 10009-88 Acustica în construcţii; Acustica urbană;

• Ordin MAPM nr.756/1997 pentru aprobarea Regulamentului

privind evaluarea poluării mediului;

• OUG nr. 243/2000 privind protecţia atmosferei aprobată cu

completări şi modificări prin Legea nr. 655/2001;

• HG nr. 541/2003 privind stabilirea unor măsuri pentru limitarea

emisiilor în aer ale anumitor poluanţi aprobată cu modificări prin HG nr.

322/2005;

• Ordin MAPM nr. 592 din 25.06.2002 privind aprobarea

Normativului privind stabilirea valorilor limită, a valorilor de prag şi a

criteriilor şi metodelor de evaluare a dioxidului de sulf, dioxidului de

azot şi oxizilor de azot, pulberilor în suspensie(PM 10 şi PM 2,5) ,

39

plumbului, benzenului, monoxidului de carbon şi ozonului în aerul

înconjurător;

• OUG nr. 78/2000 privind regimul deşeurilor, aprobată cu

modificări prin Legea nr. 426/2001, modificată de OUG nr. 61/2003,

aprobată prin Legea nr. 431/2003;

• HG nr. 349/2005 privind depozitarea deşeurilor;

• Ordinul MMGA nr. 757/2004 pentru aprobarea normativului

tehnic privind depozitarea deşeurilor;

• Ordinul MMGA nr. 95/2005 privind stabilirea criteriilor de

acceptare şi procedurilor preliminare de acceptare a deşeurilor la

depozitare şi lista naţională de deşeuri acceptate;

• HG nr. 856/2002 privind evidenţa gestiunii deşeurilor în

conformitate cu Catalogul European al Deşeurilor;

• OUG nr. 21/2004 aprobată prin Legea nr.15/2005 privind

Sistemul Naţional de Management al Situaţiilor de Urgenţă;

SURSE DE POLUANTI:

Surse de emisii fugitive:

SursaPoluanţi

Rezervoare pentru depozitarea tiţeiului şi a produselor petroliere:▪ pierderi prin aerisire▪ pierderi prin curgere ( umplere, golire)▪ pierderi prin evaporare▪ pierderi prin staţionare▪ pierderi prin respiraţie

VOC

Transferarea materialelor dintr-un recipient in altul ( transferare si depozitare produse petroliere între / în rezervoarele tehnologice aferente instalaţiilor tehnologice )

VOC

Rezervoare deschise ( staţia de epurare mecano – chimică bazinul de omogenizare )

VOC

Zone de depozitare (Batal ecologic de depozitare temporara) VOC

Încărcarea si descărcarea containerelor de transport ( încărcare – descărcare produse petroliere la rampe AUTO si CF )

VOC

40

SursaPoluanţi

Sisteme de benzi transportoare (benzi transportoare cocs de petrol) VOC

Echipamentele de proces:Sisteme de conducte si canale, supape, pompe, valve, flanşe, drenuri la instalaţiile tehnologice din rafinărie.

VOC

Posibilitate de ocolire a echipamentului de depoluare. Exista următoarele posibilităţi : A. Gazele arse provenite de la cuptoarele tehnologice pot scăpa in atmosfera prin neetanşeităţi ale cuptoarelor tehnologice ocolind astfel traseul normal de evacuare prin coşul de dispersie. B. Gazele de producţie cu H2S in situaţii de avarie se dirijează in facla prin supape de siguranţa.

VOC, H2S, SOx, NOx, CO, CO2, Pulberi

Pierderi accidentale ale conţinutului instalaţiilor sau echipamentelor avariate

VOC, H2S

Facla VOC, H2S, SO2

APA

Apele evacuate de pe amplasament sunt colectate prin sistemele

de canalizare interioara, epurate si evacuate in emisar.

Surse de ape uzate şi poluanţii emisi

Sursa generatoar

e

Natura apei

Poluanti evacuati in apa

uzata

Mod de evacuare din instalatie, colectare

Mod de tratare

Activitatea de productie si activitati auxiliare

Ape uzate tehnologice

- Materii in suspensie- Substante consumatoare de oxigen- Substante extractibile- Metale- Sulfuri si H2S- Fenoli- Compusi cu

Apele industriale uzate, apele pluviale si apele menajere sunt colectate in canalizarea comuna si dirijate la statia de epurare. Apele de proces se preepureaza in instalatia de stripare ape

Preepurare, epurare mecanica, chimica si biologica, in statia de epurare a operatorului

41

azotActivitatea administrativa

Ape menajere

- materii in suspensie- substante consumatoare de oxigen- Compusi cu azot

Canalizat, pe reteaua de ape menajere, care se dirijeaza in canalizarea industriala de ape uzate.

Epurare in statia de epurare operatorului

Precipitatii Ape pluviale

- poluanti antrenati de pe amplasament, in special materii in suspensie, produs petrolier, substante consumatoare de oxigen

Canalizare industriala titular

Evacuare si epurare impreuna cu apele industriale si menajere

SOL SI APA SUBTERANA

Surse potenţiale de poluare

• scurgeri de la echipamentele instalaţiilor, rezervoarelor,

separatoarelor, conductelor şi/sau canalizarii industriale, datorate

neetanşeităţilor la îmbinări sau spargerii/fisurării/perforării etc;

• deversări accidentale de produs în timpul operării

normale/opririlor accidentale a instalaţiilor tehnologice, încărcării

rezervoarelor şi cisternelor, la rampa de încărcare-descărcare;

• practici operaţionale necorespunzătoare în timpul prelevării

probelor, evacuării apei decantate din rezervoare, curăţirii

echipamentelor, rezervoarelor şi a altor utilaje, drenării apelor

meteorice din zonele îndiguite ale rezervoarelor etc;

Principalele cauze care pot conduce la prezenţa produselor

petroliere în sol şi subsol sunt:

• întreţinerea necorespunzătoare a conductelor de transport ţiţei

şi produse petroliere din incintă, fapt ce poate fi atestat de prezenţa

unor produse în canalele în care sunt pozate acestea, precum şi

prezenţa pe sol sub estacade a petelor de produse petroliere provenite

din fisuri şi/sau neetanşeităţi;

42

• pierdere de produse din instalaţiile tehnologice şi rezervoare

datorate accidentelor tehnice şi mecanice;

• scurgeri de produse de la :

• rezervoarele de depozitare a produselor petroliere,

petrochimice şi ţiţeiului. Scurgerile pot apărea ca urmare:

–a coroziunii sau fisurării fundului sau virolei rezervoarelor; a

coroziunii, fisurării, neetanşeităţii anexelor rezervoarelor: pompe,

conducte, armături, fitinguri; a unor erori umane în controlul şi

supravegherea rezervoarelor: deversări, manevre greşite.

– rampe Auto sau CF de încărcare/descărcare produse petroliere.

Cauzele care conduc la scurgeri de produse sunt identice cu cele

prezentate anterior, elementele din care se pot scurge fiind: pompe,

conducte, armături, fitinguri, cisterne AUTO şi CF.

– staţii de epurare ape uzate: sursele principale de scurgeri de

produse petroliere din faza de epurare primară sunt: separatoarele de

produse petroliere, bazinele de egalizare şi rezervoarele de depozitare

a şlopsului recuperat, cu anexele acestora: pompe, conducte, armături,

fitinguri, etc.

– depozitare peste capacitatea proiectată a nămolurilor cu

produs petrolier în bataluri;

– exfiltraţiile din bataluri şi unele tronsoane de canalizare a

apelor uzate.

MĂSURI DE PROTECŢIE

• Elaborarea, actualizarea si asigurarea accesului personalului

implicat la procedurile specifice de functionare ale instalatiilor,

instructiuni si planuri de actiune in caz de poluare, precum si instruirea

corespunzătoare şi periodică a personalului;

• Desfăşurarea în condiţii optime a activităţii, pentru reducerea

la minim a pierderilor tehnologice;

• Respectarea programului de revizii şi reparaţii a instalaţiilor,

inclusiv a conductelor de transport al substanţelor şi materialelor;

43

• Respectarea prevederilor din Planul de acţiune în caz de

poluare a solului şi apei subterane:

• Valorificarea şi/sau eliminarea ritmică a deşeurilor generate;

respectarea strictă a legislatiei în vigoare privind gestionarea

deşeurilor;

• Respectarea capacităţilor maxime de stocare a depozitelor,

rezervoarelor, bazinelor, recipienţilor;

• Umărirea calităţii apei subterane.

• Emisiile totale anuale de COV rezultate din operatiunile de

incarcare si depozitare a benzinei la fiecare instalatie de depozitare la

terminale nu vor depasi valoarea de referinta de 0,01 % de greutate

din cantitatea totala anuala de benzina tranzitata.

• Emisiile totale anuale de compusi organici volatili rezultati la

incarcarea si descarcarea benzinei in containare mobile la terminale

nu vor depasi valoarea de referinta de 0,005% de greutate din

cantitatea anuala de benzina tranzitata .

• Instalatiile de depozitare a benzinei la terminale respecta

cerintele tehnice pentru exploatare prevazute in anexa nr. 2 a HG

nr.568/2001(R).

• Instalatiile de incarcare si descarcare a benzinei in containere

mobile la terminale respecta cerintele tehnice de exploatare prevazute

la Anexa 3 a HG nr.568/2001(R).

• Instalatia de incarcare pentru cisterne auto de la terminalul

RAFO este echipat cu doua brate articulate , si respecta cerintele

prevazute in Anexa 4 a HG nr.568/2001(R).

ZGOMOT

Activităţile de pe amplasament nu trebuie să producă zgomote

care să depăşească limitele prevăzute, dupa cum urmeaza :

• În zona functionala a incintei industriale: max. 85 dB, conform

“Normelor generale de protectia muncii” / 2002

44

• La limita zonei functionale a incintei industriale: max. 65 dB,

conform STAS 10009/1988

• Toate utilajele şi instalaţiile care produc zgomot şi/sau vibraţii

vor fi menţinute în stare bună de funcţionare. Drumurile şi aleile din

incintă vor fi reparate şi întreţinute corespunzător.

BIBLIOGRAFIE

1. Suciu, G.C., Ingineria Prelucrarii Hidrocarburilor, Editura Tehnica

Bucuresti, 1993, Vol.4

2. Raseev, S., Conversia Hidrocarburilor, Editura Zecasin Bucuresti,

1997, Vol.III

3. Tescan, V., s.a., Tehnologia Distilarii Petrolului, Coloane de

fractionare – Indrumator de proiect de an, Ploiesti, 1996, Partea I.

45